苯-氯苯分離精餾塔設(shè)計(jì)

1、苯-氯苯分離精餾塔設(shè)計(jì)蘭州大學(xué)2011級(jí)化學(xué)工程與工藝班 周榮榮指導(dǎo)老師：嚴(yán)世強(qiáng)2013/12/24苯-氯苯分離精餾塔設(shè)計(jì)目錄苯-氯苯分離精餾塔設(shè)計(jì)1設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)11.1.1設(shè)計(jì)題目11.1.2設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1設(shè)計(jì)工藝計(jì)算22設(shè)計(jì)方案的確定22.1操作壓力22.2進(jìn)料狀況22.3加熱方式22.4冷卻方式22.5熱能利用23精餾塔的物料衡算33.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率33.2原料及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量33.3物料衡算34塔板數(shù)的確定44.1理論板層數(shù)NT的求取44.2實(shí)際板層數(shù)的求取65精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算75.1操作壓力計(jì)算75.2操作溫度的計(jì)算75.3平均

2、摩爾質(zhì)量計(jì)算85.4平均密度計(jì)算95.4.1氣相平均密度計(jì)算95.4.2液相平均密度計(jì)算95.5液體平均表面張力計(jì)算105.6液體平均粘度計(jì)算106精餾塔的塔體工藝尺寸的計(jì)算116.1塔徑的計(jì)算116.1.1精餾段塔徑116.1.2提餾段塔徑136.2精餾塔有效高度的計(jì)算146.3精餾塔實(shí)際高度的計(jì)算147塔板主要工藝尺寸的計(jì)算147.1溢流裝置計(jì)算147.1.1精餾段溢流裝置計(jì)算157.1.2提餾段溢流裝置計(jì)算167.2塔板布置177.2.1精餾段塔板布置177.2.2提餾段塔板布置188篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算208.1塔板壓降208.1.1精餾段塔板壓降208.1.2提餾段塔板壓降218.2液

3、面落差228.3液沫夾帶228.3.1精餾段液沫夾帶228.3.2提餾段液沫夾帶228.4漏液238.4.1精餾段漏液238.4.2提餾段漏液238.5液泛248.5.1精餾段液泛248.5.2提餾段液泛249塔板負(fù)荷性能圖259.1精餾段塔板負(fù)荷性能圖259.1.1液沫夾帶線259.1.2液泛線259.1.3漏液線279.1.4液相負(fù)荷下限線279.1.5液相負(fù)荷上限線289.2提餾段塔板負(fù)荷性能圖299.2.1液沫夾帶線299.2.2液泛線299.2.3漏液線309.2.4液相負(fù)荷下限線319.2.5液相負(fù)荷上限線3110篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表33其他設(shè)備的選型3411塔頂冷凝器的選

4、擇34總結(jié)感想35符號(hào)說(shuō)明37設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)1.1.1 設(shè)計(jì)題目苯-氯苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)1.1.2 設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1. 進(jìn)精餾塔的原料液含苯40%（質(zhì)量%，下同），其余為氯苯；2. 產(chǎn)品含苯不低于95%，釜液苯含量不高于2%；3. 生產(chǎn)能力為3 萬(wàn)噸/年，原料液，每年工作日為300 天。4. 操作條件：（1） 塔頂壓強(qiáng)4kPa（表壓）；（2） 進(jìn)料熱狀態(tài)自選；（3） 回流比自選；（4） 加熱蒸汽低壓蒸汽；（5） 單板壓降 0.7kPa。設(shè)計(jì)工藝計(jì)算2 設(shè)計(jì)方案的確定2.1 操作壓力本次設(shè)計(jì)為一般物料因此，采用常壓操作。2.2 進(jìn)料狀況進(jìn)料狀態(tài)有五種：過(guò)冷液，飽和液，氣液混合物，飽和氣，過(guò)熱氣。

5、但在實(shí)際操作中一般將物料預(yù)熱到泡點(diǎn)或近泡點(diǎn)，才送入塔內(nèi)。這樣塔的操作比較容易控制。不受季節(jié)氣溫的影響，此外泡點(diǎn)進(jìn)料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設(shè)計(jì)和制造上也叫方便。本次設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料。2.3 加熱方式蒸餾釜的加熱方式一般采用間接加熱方式。2.4 冷卻方式塔頂?shù)睦鋮s方式通常水冷卻，應(yīng)盡量使用循環(huán)水。2.5 熱能利用蒸餾過(guò)程的特性是重復(fù)進(jìn)行氣化和冷凝。因此，熱效率很低，可采用一些改進(jìn)措施來(lái)提高熱效率。因此，根據(jù)上敘設(shè)計(jì)方案的討論及設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)的要求，本設(shè)計(jì)采用常壓操作，泡點(diǎn)進(jìn)料，間接蒸汽加熱以及水冷的冷卻方式，適當(dāng)考慮熱能利用。本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯氯苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾方法

6、，設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將混合料液經(jīng)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入儲(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.4倍。塔釜部分采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入儲(chǔ)罐。工藝流程圖見(jiàn)附圖。查閱有關(guān)資料得知苯和氯苯的一些性質(zhì)如下：苯和氯苯的物理性質(zhì)見(jiàn)下表1表1 苯和氯苯的物理性質(zhì) 組分分子式相對(duì)分子質(zhì)量沸點(diǎn)臨界溫度臨界壓力kpa苯C6H678.1180.1288.56833.4氯苯C6H5Cl112.56131.8359.245203 精餾塔的物料衡算3.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾

7、質(zhì)量 MA=78.11kg/kmol 氯苯的摩爾質(zhì)量 MB=112.56kg/kmol3.2 原料及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3.3 物料衡算原料處理量 總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立可得 4 塔板數(shù)的確定4.1 理論板層數(shù)NT的求取由手冊(cè)查得苯氯苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù),繪制xy圖，見(jiàn)表2表2 苯氯苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)8090100110120130131.8101.0136.66180.0234.6300.3378.65386.6519.6627.3339.4853.3373.0295.86101.331.0040.6770.4400.2650.1250.01901.0010.9130.782

8、0.6130.3690.07205.137 5.000 4.559 4.399 4.113 3.950 3.816 圖1 苯氯相平衡曲線圖圖2 苯氯雙組分溶液的溫度-組成圖該物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為： 求最小回流比及操作回流比由于泡點(diǎn)進(jìn)料（） 得由可得取操作回流比為：求精餾塔的氣、液相的負(fù)荷：求操作線方程精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為求相平衡方程逐板法求理論板層數(shù)，結(jié)果見(jiàn)表3表3 理論板計(jì)算結(jié)果y10.965y50.780y90.139x10.862x50.446x90.035y20.924y60.700y100.039x20.734x60.347x100.009y30.872y70.54

9、0y11x30.607x70.211x11y40.820y80.322yx40.509x80.097x解得所要總理論板層數(shù) 塊（含塔釜）進(jìn)料板的位置 4.2 實(shí)際板層數(shù)的求取由圖1溫度組成圖查出（可依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程，安托因方程通過(guò)試差計(jì)算。本設(shè)計(jì)直接查溫度組成圖，其結(jié)果誤差不大。）由上可知塔頂、塔底的平均溫度且對(duì)應(yīng)的查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得 所以由求得再由可得精餾段實(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)塊（不含塔釜）5 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算5.1 操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 每層塔板壓降 進(jìn)料板壓力 塔底壓力 精餾段平均壓力 提餾段平均壓力 5.2 操作溫度的計(jì)算由圖1溫度組成圖查出精

10、餾段平均溫度 提餾段平均溫度 5.3 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由，代入平衡曲線方程，得進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由逐板法計(jì)算結(jié)果（見(jiàn)表3）可知塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由逐板法計(jì)算結(jié)果（見(jiàn)表3）可知精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量5.4 平均密度計(jì)算5.4.1 氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即5.4.2 液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均密度的計(jì)算由，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得，所以進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率塔底液相平均密度的計(jì)算由，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得精餾段液相平均密度為提餾段液相平均密度為5.5 液體平均表

11、面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式，即塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得塔底液相平均表面張力的計(jì)算由，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得精餾段液相平均表面張力為提餾段液相平均表面張力為5.6 液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均粘度的計(jì)算由，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得塔底液相平均粘度的計(jì)算由，查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)得精餾段液相平均表面張力為提餾段液相平均表面張力為6 精餾塔的塔體工藝尺寸的計(jì)算6.1 塔徑的計(jì)算6.1.1 精餾段塔徑精餾段的氣、液相體積流率為由,式

12、中C由計(jì)算，其中C20由圖3篩板塔泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖查圖橫坐標(biāo)圖3 篩板塔泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖初選板間距，取板上液層高度，故查關(guān)聯(lián)圖得，取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為所以，塔徑圓整為0.7m塔截面積為實(shí)際空塔氣速為6.1.2 提餾段塔徑提餾段氣、液相體積流率為由,式中C由計(jì)算，其中C20由圖3篩板塔泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖查圖橫坐標(biāo)初選板間距，取板上液層高度，故查關(guān)聯(lián)圖，得取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為所以，塔徑圓整為0.7m塔截面積為實(shí)際空塔氣速為6.2 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進(jìn)料板上方、塔下部各開(kāi)一人孔，其高度為700mm則，有效塔高6.3 精餾塔實(shí)際高度的計(jì)算塔底空間取儲(chǔ)存液量停留停

13、留5min塔頂空間塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，設(shè)計(jì)中通常取塔頂間距為（1.12.0）HT。故取取進(jìn)料板板間距為0.6m，人孔處的板間距為0.7m，塔底空間高度為1.0m，塔頂空間高度為1.0m，封頭高度為0.6m，裙座高度為2.0m，則全塔高為7 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算7.1 溢流裝置計(jì)算根據(jù)塔徑D=0.7m和液體流量,可選用單溢流弓形降液管、平行受液盤及平頂溢流堰。各項(xiàng)計(jì)算如下：7.1.1 精餾段溢流裝置計(jì)算堰長(zhǎng)取出口堰高由 ,并由于選用平頂溢流堰，即近似取,則取板上清液層高度故 弓形降液管寬度和截面積由查圖4弓形降液管寬度與面積關(guān)

14、系圖得圖4弓形降液管寬度與面積關(guān)系圖得故為使液體中夾帶的氣泡得以分離，液體在降液管內(nèi)應(yīng)有足夠的停留時(shí)間。有實(shí)踐經(jīng)驗(yàn)可知，液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間不應(yīng)小于35s，驗(yàn)算降液管內(nèi)液體的停留時(shí)間t故降液管設(shè)計(jì)合理降液管底隙高度降液管底隙高度取(一般為)則 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理7.1.2 提餾段溢流裝置計(jì)算堰長(zhǎng)取出口堰高由 ,并由于選用平頂溢流堰，即近似取,則取板上清液層高度故 弓形降液管寬度和截面積由查圖4弓形降液管寬度與面積關(guān)系圖得得故為使液體中夾帶的氣泡得以分離，液體在降液管內(nèi)應(yīng)有足夠的停留時(shí)間。有實(shí)踐經(jīng)驗(yàn)可知，液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間不應(yīng)小于35s，驗(yàn)算降液管內(nèi)液體的停留時(shí)間故降液管設(shè)計(jì)合理

15、降液管底隙高度降液管底隙高度取(一般為)則 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理7.2 塔板布置7.2.1 精餾段塔板布置塔板的分塊由于，故塔板采用整塊式。邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前的安定區(qū)寬度進(jìn)口堰后的安定區(qū)寬度對(duì)于小塔，邊緣區(qū)寬度故取，mm開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積其中故篩孔計(jì)算及其排列因本設(shè)計(jì)所處理的物系有腐蝕性，故取的碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為塔板上的篩孔數(shù)目n為開(kāi)孔率為在8%12%范圍內(nèi)，故開(kāi)孔率符合要求。氣體通過(guò)篩孔的氣速為7.2.2 提餾段塔板布置塔板的分塊由于，故塔板采用整塊式。邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前的安定區(qū)寬度進(jìn)口堰后的安定區(qū)寬度對(duì)于小塔，邊緣區(qū)寬度故取，mm開(kāi)孔區(qū)面

16、積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積其中故篩孔計(jì)算及其排列因本設(shè)計(jì)所處理的物系有腐蝕性，故取的碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為塔板上的篩孔數(shù)目n為開(kāi)孔率為在8%12%范圍內(nèi)，故開(kāi)孔率符合要求。氣體通過(guò)篩孔的氣速為8 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算8.1 塔板壓降8.1.1 精餾段塔板壓降已知板壓降等于干板壓降，液層阻力與液體表面張力的阻力之和，即干板壓降,由，查圖5干篩孔的流量系數(shù)圖，得圖5 干篩孔的流量系數(shù)故 液層壓降有效流通面積所計(jì)的氣速氣相動(dòng)能因子查圖6充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得圖6充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖故 液體表面張力的阻力所以氣體通過(guò)每層塔板的壓降為8.1.2 提餾段塔板壓降已知板壓降等于干板壓降，液層阻力與液

17、體表面張力的阻力之和，即干板壓降由，查圖5，得故 液層壓降有效流通面積所計(jì)的氣速氣相動(dòng)能因子查圖6，得故 液體表面張力的阻力所以氣體通過(guò)每層塔板的壓降為8.2 液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。8.3 液沫夾帶8.3.1 精餾段液沫夾帶液沫夾帶量由下式計(jì)算，即故，故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。8.3.2 提餾段液沫夾帶同上，故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。8.4 漏液8.4.1 精餾段漏液對(duì)于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由下式計(jì)算，即故 實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。8.4.2 提餾段漏液對(duì)于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由下式計(jì)算，即故

18、實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。8.5 液泛8.5.1 精餾段液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式，即苯氯苯物系屬一般物系，取，則而其中 故本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。8.5.2 提餾段液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式，即苯氯苯物系屬一般物系，取，則而其中 本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。9 塔板負(fù)荷性能圖9.1 精餾段塔板負(fù)荷性能圖9.1.1 液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：由其中整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，由上式算出，計(jì)算結(jié)果見(jiàn)下表4。表40.00030.00060.00120.00180.00240.0030.00360.4993 0.4853 0.4632 0

19、.4446 0.4280 0.4128 0.3985 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線1。9.1.2 液泛線以由 聯(lián)立得 忽略，將與,與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得 故 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，由上式算出，計(jì)算結(jié)果見(jiàn)下表5。表50.00030.00060.00120.00180.00240.0030.00360.540 0.527 0.500 0.465 0.418 0.356 0.266 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線2。9.1.3 漏液線由 得整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，由上式算出，計(jì)算結(jié)果見(jiàn)下表6。表60.00030.00060.00120.00180.00240

20、.0030.00360.1676 0.1700 0.1737 0.1767 0.1794 0.1818 0.1840 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線3。9.1.4 液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由下式得當(dāng)時(shí)，則據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線4。9.1.5 液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管停留時(shí)間的下限，由下式可得故 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔精餾段的負(fù)荷性能圖，如下圖7所示圖7在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖7可看出，該篩板的操作上限為液沫夾帶控制，下限為液相負(fù)荷下限線控制。由

21、上圖7可查得故操作彈性為9.2 提餾段塔板負(fù)荷性能圖9.2.1 液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：由其中整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，由上式算出，計(jì)算結(jié)果見(jiàn)下表7。表70.00030.00060.00120.00180.00240.0030.00360.5368 0.5232 0.5015 0.4834 0.4672 0.4523 0.4384 9.2.2 液泛線以由 聯(lián)立得 忽略，將與,與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得 故 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，由上式算出，計(jì)算結(jié)果見(jiàn)下表8.表80.00030.00060.00120.00180.00240.0030.00360.

22、5399 0.5306 0.5130 0.4942 0.4730 0.4486 0.4202 9.2.3 漏液線由 得整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，由上式算出，計(jì)算結(jié)果見(jiàn)下表9。表90.00030.00060.00120.00180.00240.0030.00360.1429 0.1454 0.1494 0.1526 0.1554 0.1580 0.1603 9.2.4 液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由下式得當(dāng)時(shí)，則據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線4。9.2.5 液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管停留時(shí)間的下限，由下式可得故 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)

23、的垂直液相負(fù)荷上限線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔提餾段的負(fù)荷性能圖，如下圖8所示圖8在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖8可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖8可查得故操作彈性為10 篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表序號(hào)項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段數(shù)值提餾段數(shù)值1平均溫度tm9071115.542平均壓力Pmkpa108.45115.803氣相流量qV,sm3/s0.2800.2804液相流量qL,sm3/s0.000420.001775實(shí)際塔板數(shù)N塊9126塔徑Dm0.70.77板間距HTm0.40.48溢流形式單溢流單溢流9降液管形式弓形弓形10

24、堰長(zhǎng)lWm0.490.4911堰高 mhWm0.0540.04412板上液層高度hLm0.060.0613堰上液層高度hOWm0.0060.01614降液管底隙高度h0m0.0110.01815安定區(qū)寬度Wsm0.0650.06516邊緣區(qū)寬度Wcm0.0350.03517開(kāi)孔區(qū)面積Aam20.2130.21318篩孔直徑d0m0.0050.00519篩孔數(shù)目n個(gè)1256125620孔中心距tm0.0140.01421開(kāi)孔率 j11.5711.5722空塔氣速um/s0.7270.72723篩孔氣速u0m/s113611.3624穩(wěn)定系數(shù)K1.751.8425每層塔板壓降hfkPa632699

25、26液體在降液管停留時(shí)間ts34.68.227降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.13420.139828負(fù)荷上限液沫夾帶控制液泛控制29負(fù)荷下限液相負(fù)荷下限控制漏液控制30液沫夾帶ev(0.1kg液/kg氣)0.0160.01831氣相負(fù)荷上限qV,smaxm3/s0.4810.45232氣相負(fù)荷下限qV,sminm3/s0.2680.14733操作彈性1.793.07其他設(shè)備的選型11 塔頂冷凝器的選擇塔頂組分以苯為主，近似以苯作為計(jì)算對(duì)象苯的定性溫度設(shè)水的進(jìn)口溫度為t1=25根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，選擇冷水的溫升為10，則水的出口溫度為則水的定性溫度查得苯在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)密度：飽和蒸汽氣化熱：查得水

26、在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)密度：定壓比熱容：黏度： 熱負(fù)荷計(jì)算:則冷卻水的用量：該設(shè)計(jì)任務(wù)的熱流體為苯，冷流體為水，為使苯能通過(guò)殼壁面向空氣中散熱，提高冷卻效果，令苯走殼程，水走管程。計(jì)算平均溫度:暫按單殼程、雙管程考慮，先求逆流時(shí)平均溫度差所以修正系數(shù)根據(jù)查得，則選擇換熱器型號(hào)由于兩流體溫差50,殼選用固定管板式換熱器的系列標(biāo)準(zhǔn)（JB/T4715-92）選擇主要參數(shù)如下： 公稱直徑DN 325mm 公稱壓力NP 1.6MPA 管程數(shù) 2 管子尺寸 管子根數(shù)n 56 管長(zhǎng) 6000mm 管中心距 32mm 中心排管數(shù) 9 管子排列方式 正三角形 管程流通面積 0.0097m實(shí)際換熱面積選K值，估算

27、傳熱面積初選則傳熱面積該換熱器的面積裕度為,傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產(chǎn)任務(wù)。采用此換熱面積的換熱器，則要求過(guò)程的總傳熱系數(shù)為：驗(yàn)算，,符合實(shí)際標(biāo)準(zhǔn)?？偨Y(jié)感想本設(shè)計(jì)采用簡(jiǎn)單實(shí)用的篩板進(jìn)行精餾塔的設(shè)計(jì)，因篩板塔的結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，相對(duì)起來(lái)維修也容易。在設(shè)計(jì)過(guò)程中由于缺少設(shè)計(jì)的經(jīng)驗(yàn)，所采用的回流比R值過(guò)小，由于本身最小回流比值較小，應(yīng)該采用最小回流比的2倍才是比較合適的。因?yàn)樵O(shè)計(jì)時(shí)實(shí)際采用的是最小回流比的1.4倍，導(dǎo)致精餾段的液相體積流量過(guò)小。這直接導(dǎo)致降液管底隙高度過(guò)小，最后作塔板負(fù)荷性能圖直接使操作點(diǎn)過(guò)于接近液相負(fù)荷下限線。這是設(shè)計(jì)最大的缺點(diǎn)。同時(shí)由于精餾塔的設(shè)計(jì)中在選材設(shè)計(jì)上參考了大量資料、手冊(cè)等，不同的資料數(shù)據(jù)略有不同，導(dǎo)致數(shù)據(jù)可能不夠準(zhǔn)確?；ぴO(shè)計(jì)是大學(xué)畢業(yè)前綜合性和實(shí)踐性較強(qiáng)的教學(xué)環(huán)節(jié)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，是對(duì)我們綜合運(yùn)用所學(xué)知識(shí)解決本專業(yè)實(shí)際問(wèn)題能